前言
化工生产中所处理的原料，中间产物，粗产品几乎都是由若干组分组成的混合物，而且其中大部分都是均相物质。生产中为了满足储存，运输，加工和使用的需求，时常需要将这些混合物分离为较纯净或几乎纯态的物质。
精馏是分离液体混合物最常用的一种单元操作，在化工，炼油，石油化工等工业得到广泛应用。精馏过程在能量计的驱动下，使气，液两相多次直接接触和分离，利用液相混合物中各相分挥发度的不同，使挥发组分由液相向气相转移，难挥发组分由气相向液相转移。实现原料混合物中各组成分离该过程是同时进行传质传热的过程。本次设计任务为设计一定处理量的分离四氯化碳和二硫化碳混合物精馏塔。
板式精馏塔也是很早出现的一种板式塔，20世纪50年代起对板式精馏塔进行了大量工业规模的研究，逐步掌握了筛板塔的性能，并形成了较完善的设计方法。与泡罩塔相比，板式精馏塔具有下列优点：生产能力（2 0%——40%）塔板效率（10%——50%）而且结构简单，塔盘造价减少40%左右，安装，维修都较容易。
化工原理课程设计是培养学生化工设计能力的重要教学环节，通过课程设计使我们初步掌握化工设计的基础知识、设计原则及方法；学会各种手册的使用方法及物理性质、化学性质的查找方法和技巧；掌握各种结果的校核，能画出工艺流程、塔板结构等图形。在设计过程中不仅要考虑理论上的可行性，还要考虑生产上的安全性、经济合理性。
在设计过程中应考虑到设计的业精馏塔具有较大的生产能力满足工艺要求，另外还要有一定的潜力。节省能源，综合利用余热。经济合理，冷却水进出口温度的高低，一方面影响到冷却水用量。另一方面影响到所需传热面积的大小。即对操作费用和设备费用均有影响，因此设计是否合理的利用热能R等直接关系到生产过程的经济问题。
本课程设计的主要内容是过程的物料衡算，工艺计算，结构设计和校核。
【精馏塔设计任务书】
一设计题目
精馏塔及其主要附属设备设计
二工艺条件
生产能力：10吨每小时（料液）
年工作日：自定
原料组成：34%的二硫化碳和66%的四氯化碳（摩尔分率，下同）
产品组成：馏出液 97%的二硫化碳，釜液5%的二硫化碳
操作压力：塔顶压强为常压
进料温度：58℃
进料状况：自定
加热方式：直接蒸汽加热
回流比：自选
三设计内容
1 确定精馏装置流程;
2 工艺参数的确定
基础数据的查取及估算，工艺过程的物料衡算及热量衡算，理论塔板数，塔板效率，实际塔板数等。
3主要设备的工艺尺寸计算
板间距，塔径，塔高，溢流装置，塔盘布置等。
4流体力学计算
流体力学验算，操作负荷性能图及操作弹性。
5 主要附属设备设计计算及选型
四设计结果总汇
将精馏塔的工艺设计计算的结果列在精馏塔的工艺设计计算结果总表中。
五参考文献
列出在本次设计过程中所用到的文献名称、作者、出版社、出版日期。
流程的设计及说明
图1 板式精馏塔的工艺流程简图
工艺流程：如图1所示。原料液由高位槽经过预热器预热后进入精馏塔内。操作时连续的从再沸器中取出部分液体作为塔底产品（釜残液）再沸器中原料液部分汽化，产生上升蒸汽，依次通过各层塔板。塔顶蒸汽进入冷凝器中全部冷凝或部分冷凝，然后进入贮槽再经过冷却器冷却。并将冷凝液借助重力作用送回塔顶作为回流液体，其余部分经过冷凝器后被送出作为塔顶产品。为了使精馏塔连续的稳定的进行，流程中还要考虑设置原料槽。产品槽和相应的泵,有时还要设置高位槽。为了便于了解操作中的情况及时发现问题和采取相应的措施，常在流程中的适当位置设置必要的仪表。比如流量计、温度计和压力表等，以测量物流的各项参数。
【已知参数】:
主要基础数据:
表1 二硫化碳和四氯化碳的物理性质
项目分子式分子量沸点(℃) 密度3
/g cm
二硫化碳
2
CS76 46.5 1.260
1.595
四氯化碳4
CCl154 76.8
表2 液体的表面加力 (单位:mN/m)
温度℃46.5 58 76.5
二硫化碳28.5 26.8 24.5
四氯化碳23.6 22.2 20.2
表3 常压下的二硫化碳和四氯化碳的气液平衡数据
液相中二硫化碳摩尔分率x 气相中二硫化碳
摩尔分率y
液相中二硫化碳
摩尔分率x
气相中二硫化碳
摩尔分率y
0.0296 0.0615 0.1106 0.1435 0.2580 0
0.0823
0.1555
0.2660
0.3325
0.4950
0.3908
0.5318
0.6630
0.7574
0.8604
1.0
0.6340
0.7470
0.8290
0.8790
0.9320
1.0
【设计计算】
一、精馏流程的确定
二硫化碳和四氯化碳的混合液体经过预热到一定的温度时送入到精馏塔，塔顶上升蒸气采用全凝器冷若冰霜凝后，一部分作为回流，其余的为塔顶产品经冷却后送到贮中，塔釜采用间接蒸气再沸器供热，塔底产品经冷却后送入贮槽。流程图如图1所示。
二、塔的物料衡算
(一)、料液及塔顶塔底产品含二硫化碳的质量分率
0.3476
0.2030.3476(10.34)154
F a ?=
=?+-?
0.9776
0.941
0.9776(10.97)154
D a ?=
=?+-?0.0576
0.02350.0576(10.05)154
W a ?=
=?+-?
（二）、平均分子量
0.3476(10.34)154127.480.9776(10.97)15478.340.0576(10.05)154150.1
F D W M M M =?+-?==?+-?==?+-?= （三）、物料衡算 每小时处理摩尔量1000010000
78.44/127.48
F F kmol h M === 总物料衡算
D W F +=
易挥发组分物料衡算
0.970.050.34D W F +=
联立以上三式可得：
24.75/53.70/78.44/D kmol h W kmol h F kmol h ===
三、塔板数的确定
（一）理论板N T 的求法 用图解法求理论板
（1） 根据二硫化碳和四氯化碳的气液平衡数据作出y-x 图,如图2所示 （2） 进料热状况参数 q
10.661540.85(76.858)0.05830.34763390.66154188kmol q =
???-==??+??变为饱和蒸汽所需要的能量
原料液千摩尔汽化热
（3） q 线方程
10.056310.34
110.058310.05831
0.06190.3610F q y x x x q q x =
-=-?----=-+
图2 二硫化碳、四氯化碳的y-x 图及图解理论板
（4） 最小回流比min R 及操作回流比R 依公式min 0.970.35
3.1630.350.154
D q q q
x y R y x --=
=
=--
取操作回流比min 1.5 1.5 3.163 4.744R R ==?= 精馏段操作线方程
4.7440.970.8260.16911 4.7441 4.7441
D X R y x x x R R =
+=+=+++++ 按常规M,T ，在图(1)上作图解得：
(9.51)T N =-层（不包括塔釜），其中精馏段为5层，提馏段为3.5层.
图2 二硫化碳、四氯化碳的y-x 图及图解理论板
(二) 全塔效率T E
0.170.616lg T m E μ=-
塔内的平均温度为,该温度下的平均粘度m μ
0.340.660.330.30.660.68 1.428m A B μμμ=+=?+?=
故:0.170.616lg1.4280.43T E =-= (三) 实际板数N
精馏段:5/11.6(12T N E ==精层取层) 提馏段: 3.5/8.13T N E ==提层(取9层)
四：塔工艺条件及物性数据计算 (一) 操作压强的计算P m
塔顶压强P D =4+101.3=105.3kPa 取每层塔板压降△P=1.0kPa 则： 进料板压强：P F =105.3+10?1.0=113.7kPa 塔釜压强：P w =105.3+9?0.7=121.3kPa
精馏段平均操作压强：P m =
105.3113.7
2
+=109.5 kPa
提馏段平均操作压强：P ′m = 114.3121.3
2
+=116.8kPa.
(二) 操作温度的计算
近似取塔顶温度为46.5℃,进料温度为58℃,塔釜温度为76℃
精馏段平均温度()46.558
52.2522VD F m t t t ++==精=℃ 提馏段平均温度()
5876.567.2522
W F m t t t ++===提℃
(三) 平均摩尔质量计算
塔顶摩尔质量的计算：由xD=y1=0.97查平衡曲线,得x1=0.927
VDm 0.9776(10.97)15484.96/M kg kmol
=?+-?=
LDm 0.92776(10.927)15475.07/M kg kmol =?+-?=；
进料摩尔质量的计算：由平衡曲线查的： y F =0.582 x F =0.388； VFm 0.58276(10.582)15498.98/M kg kmol =?+-?=；
L F m 0.38876(10.388)154123.74/
M k g k m o l =?
+-?=； 塔釜摩尔质量的计算：由平衡曲线查的：x W =0.05 '
1x =0.127
VWm 0.05764(10.05)154150.1/M kg kmol =?+-?= LWm 0.12776(10.127)154144.1/M kg kmol =?+-?=
精馏段平均摩尔质量：
Vm()(84.9698.98)291.97/M kg kmol =+=精； Lm((75.07123.74)299.405/M kg kmol =+=精)；
提馏段平均摩尔质量：
'Vm()(98.98150.1)2124.54/M kg kmol =+=提； 'Lm()(123.74144.1)2133.92/M kg kmol =+=提；
（四) 平均密度计算：ρm 1、液相密度Lm ρ：
①塔顶部分 依下式：
1A B
Lm LA LB
ααρρρ=
+（α为质量分率）；其中A α=0.941,B α=0.059；
即：30.9410.059
11275.2/12601295
Lm Lm kg m ρρ=
+?=； ②进料板处：由加料板液相组成：由x F =0.34 得AF α=0.203； 30.20310.203
11513.3/12601595
LFm LFm kg m ρρ-=
+?=； ③塔釜处液相组成：由x W =0.05 得AW α=0.0253；
30.025310.025311636.3/12601595
LWm LWm kg m ρρ-=
+?=； 故 精馏段平均液相密度：
3L ()(753.4867.9)2810.7/m kg m ρ=+=精；
提馏段的平均液相密度：
3L ()(1636.31513.3)21574.8/m kg m ρ=+=提；
2、气相密度Vm ρ：
① 精馏段的平均气相密度
Vm()
3Vm()p 109.591.97
3.78/8.314(52.2523.1)
m M kg m RT
ρ?=
=
=?+精精
② 提馏段的平均气相密度
Vm()
3Vm()p 116.8124.54
5.14/8.314(67.25273.1)
m M kg m RT
ρ?=
=
=?+‘提提
（五）液体平均表面张力 m σ的计算
液相平均表面张力依下式计算，及Lm 1
n
i i
i x σμ
==
∑
①塔顶液相平均表面张力的计算 由D t =45.5℃查手册得：
A 28.5/mN m σ=； 23.6/
B m
N m σ=；
LDm 0.9728.50.0323.628.35/mN m σ=?+?=； ② 进料液相平均表面张力的计算 由F t =58℃查手册得： A 26.8/mN m σ=； 22.2/B mN m σ=；
LDm 0.3426.8(10.34)22.223.76/mN m σ=?+-?=； ③ 塔釜液相平均表面张力的计算 由W t =97.33℃查手册得： A 24.5/mN m σ=； 20.2/B mN m σ=
LWm 0.0524.5(10.05)20.220.42/mN m σ=?+-?=；
则：
精馏段液相平均表面张力为：
m()/mN m σ=精(20.17+51.24)2=35.71
提馏段液相平均表面张力为：
m()(23.7620.42)222.09/mN m σ=+=提
（六）液体平均粘度的计算Lm μ
液相平均粘度依下式计算，即Lm i i
x μμ=
∑；
塔顶液相平均粘度的计算，由由D t =46.5℃查手册得：
0.33A mPa s μ=； 0.71B m
P a s μ=； 0.970.330.030.710.414LDm mPa s μ=?+?=； 进料板液相平均粘度的计算：由F t =58℃手册得：
0.28A mPa s μ=； 0.64B m
P a s μ=； 0.340.280.660.640.5176LFm mPa s μ=?+?=；
塔釜液相平均粘度的计算： 由W t =76.8℃查手册得：
0.25A mPa s μ=； 0.51B m
P a s μ=； 0.050.250.950.510.497LWm mPa s μ=?+?=； 五、精馏塔气液负荷计算
精馏段：V=(R+1) 'D =(4.7441)24.75142.11/kmol h +?= ()3Vm()142.1191.97
1.04m /36003600 3.78Vm s VM V s ρ?=
=
=?精精
L=RD= 4.74424.74
117.37k m o l h
?= ()3Lm()
117.3799.405
0.0023m /360036001394.3
Lm s LM L s ρ?=
=
=?精精
L h =3600?0.0023=8.283m /h 提馏段：'142.11V V kmol ==； ()
'()'3Vm()
142.11124.54
0.956m /36003600 5.14
Vm s V M V
s ρ?=
=
=?提提提；
'
L=L+F=117.37+78.44=195.81kmol/h ；
'
()
'3Lm()
195.81133.92
0.00277m /360036001574.8
Lm s LM L s ρ?=
=
=?提提；
'3
L 36000.002779.98m /h h =?=；
六、塔和塔板的主要工艺尺寸的计算
（一）塔径 D 参考下表 初选板间距H T =0.40m,取板上液层高度
H L =0.07m 故： ①精馏段：
H T -h L =0.40-0.07=0.3
11
220.00231394.3()()()()0.04251.04 3.78
s L s V L V ρρ== 查图表 20C =0.078；依公式
0.20.2
2026.06(
)0.078(
)0.073320
20
C C σ
===；
m a x 78
0.07 1.496/u m s === 取安全系数为0.7，则： u=0.7?max u =0.7?2.14=1.047m/s
故： 1.265D m =
==； 按标准，塔径圆整为1.４m,
则空塔气速为22
44 1.04
0.78/1.3s V u m s D ππ?===? 塔的横截面积2221.40.63644
T A D m ππ
===
②提馏段：
11
''22''0.002771574.8
()()()()0.05070.956 5.14
s L s V L V ρρ==；查图
20C =0.068；依公式：
0.2
0.2
2022.09(
)0.0680.069420
20C C σ
??
==?= ?
??
；
max
1.213/u m s ===
取安全系数为0.70，
'max 0.70.7 1.2130.849/u u m s =?=?=；
' 1.20D m =
==； 为了使得整体的美观及加工工艺的简单易化,在提馏段与精
馏段的塔径相差不大的情况下选择相同的尺寸; 故:D '取1.４m 塔的横截面积:''2221.4 1.3274
4
T A D m π
π
=
=
=
空塔气速为22
440.956
'0.720/1.3
s V u m s D ππ?===? 板间距取0.4m 合适
（二）溢流装置 采用单溢流、弓形降液管、平形受液盘及平形溢流堰，不设进流堰。
各计算如下： ①精馏段：
1、溢流堰长 w l 为0.7D ，即：0.7 1.40.91w l m =?=；
2、出口堰高 h w h w =h L -h ow 由l w /D=0.91/1.４=0.7, 2.5 2.5
8.28
10.480.91h w L l m ==查手册知：
E 为1.03 依下式得堰上液高度：
2
23
3
2.84 2.848.281.030.013100010000.91h ow w L h E m l ????==?= ?
???
??
故：L ow h -h 0.070.0130.057w h m ==-= 3、 降液管宽度d W 与降液管面积f A
有/w l D =0.7查手册得/0.14,/0.08d f T W D A A == 故：d W =0.14D=0.14 ?1.3=0.182m
2220.08
0.08 1.30.10624
4
f A D m π
π
==?
?=
()0.10620.4
18.55,0.0023
f T s
A H s s L τ?=
=
=>符合要求
4、降液管底隙高度0h
取液体通过降液管底隙的流速0u =0.1m/s 依式计算降液管底隙高度0h ， 即：
000.0023
0.0250.910.1
s w L h m l u =
==? ②提馏段：
1、 溢流堰长'w l 为0.7'
D ，即：'0.7 1.40.91w l m =?=；
2、 出口堰高'
w h ''
w L ow h =h -h ；
由 '/D=0.91/1.4=0.7w l ，'2.5 2.5
9.98
12.630.91
h w L l m ==查手册知 E 为1.04依下式得堰上液高度：
2
23
3
'
'2.84 2.849.981.040.0146100010000.91h ow
w L h E m
l ????==?= ? ???
??
0.070.01460.0554w h m =-=。
3、 降液管宽度d
W ‘与降液管面积f A ‘
有/w
l
D ‘
’=0.7查手册得/0.14,/0.08d f T W D A A ==‘’‘’
故：d
W ‘=0.14D=0.14 ?1.４=0.182m
2220.08
'0.08 1.40.10624
4
f A D m π
π
==?
?=‘
()0.10620.4
18.55,0.0023
f T s
A H s s L τ?=
=
=>符合要求降液管底隙高
度'
0h
取液体通过降液管底隙的流速0u =0.008m/s
依式计算降液管底隙高度'
0h ：即
''
0'00.00142
0.03170.560.08
s w L h m l u ===?
（三）塔板布置
1、取边缘区宽度c W =0.035m ,安定区宽度s W =0.065m ①精馏段：依下式计算开孔区面积
21
2sin 180
x A R R απ
-??= ??
?
其中()()1.30.1820.0650.40322d s D x W W m =
-+=-+= 1.3
0.0350.61
522
c D R W m =-=-= 故:
21
0.40320.615sin 180
0.615A απ
-?
?
= ??
?
2
0.915m =
②提馏段：依下式计算开孔区面积
''
'21'2sin 180x A x R R απ-??= ???
21
0.22320.365sin 180
0.365π
-?
?
= ??
?
=0.304 2m
其中()()''
''0.80.1120.0650.22322
d s D x W W m =-+=-+= ''
0.8
0.0350.36522
c D R W m =-=-=
（四）筛孔数n 与开孔率?
取筛孔的孔径d 0为5mm 正三角形排列，一般碳钢的板厚δ为
4mm,取0/ 3.5t d = 故孔中心距t=3.5 ? 5.0=17.5mm
依下式计算塔板上筛孔数n ,即
3322
1158101158100.915346017.5n A t α????
??==?= ? ?????
孔 依下式计算塔板上开孔区的开孔率?，即： 020A 0.907%7.5%(/)
A t d α?=
==（在5~15%范围内） 精馏段每层板上的开孔面积o A 为
20.0750.9150.0686o A A m α?=?=?=
气孔通过筛孔的气速0 1.04
15.16/0.6086
s o V u m s A =
== 提馏段每层板上的开孔面积'
o A 为
''20.1010.3040.0307o A A m α?=?=?=
气孔通过筛孔的气速''
0'0.627
20.42/0.0307
s o V u m s A ===
（五）塔有效高度
精馏段m Z =
?精（12-1）0.4=4.4；
提馏段有效高度m Z =
?提（6-1）0.4=2.0； 在进料板上方开一人孔，其高为0.8m ，一般每6~8层塔板设一
人孔（安装、检修用），需经常清洗时每隔3~4层块塔板处设一人孔。设人孔处的板间距等于或大于600m 。根据此塔人孔设3个。故：精馏塔有效高度
30.88.0 2.0 2.412.4Z Z Z m =++?=++=精提
七．筛板的流体力学验算
(一) 气体通过筛板压降相当的液柱高度p h 1、根据 p c l h h h h σ=++
干板压降相当的液柱高度c h
2、根据0/5/4 1.25d δ==，查干筛孔的流量系数图
0.89c
=
①精馏段由下式得
c h =2
2
0015.16 3.780.0510.0510.03010.891394.3v l u m C ρρ????????
== ? ? ? ?????????
②提馏段由下式得
2
2
0015.16 5.140.0510.0510.04830.891574.8v c l u h m C ρρ????????
'=== ? ? ? ?????????
3、①精馏段气流穿过板上液层压降相当的液柱高度l h
1.04
0.20/1.3270.1062
s t f v u m s A A α=
==--
0.389F u α===
由图充气系数0ε与a F 的关联图查取板上液层充气系数0ε为0.57
则l h =0εL h =0ε()0.570.070.0399w ow h h m +=?=
②提馏段气流穿过板上液层压降相当的液柱高度l h '
0.956
0.783/1.3270.1062
s t f v u m s A A α'=
==--
1.775a F u α'===
由图充气系数0ε与a F 的关联图查取板上液层充气系数0ε为0.58
则l h '=0εL h =0ε()0.580.070.0406w ow h h m +=?=
3、①精馏段克服液体表面张力压降相当的液柱高度h σ
由 h σ=3
04426.06100.001521384.39.810.005
L m gd σρ-??==??
②提馏段克服液体表面张力压降相当的液柱高度h σ'
由 h σ'=3
04422.09100.001441574.89.810.005
L m gd σρ-??==??
故①精馏段 p h =0.0301+0.0399+0.00152=0.07152m 单板压降
p L P h g ρ?==0.071521394.39.819710.971( 1.0)pa kpa kpa ??==<（设
计允许值）
故②提馏段 0.00483+0.0406+0.00144=p h '= 单板压降
p L P h g ρ'?==0.09031574.89.819890.989( 1.0)pa kpa kpa ??==<（设
计允许值）
（二）①精馏段雾沫夹带量v e 的验算
由式v e = 3.2
65.710T
f u H h α
σ-??
? ? ?-??
= 3.2
635.7100.226.06100.4 2.50.07--??? ??-???
=41.510-?kg 液/kg 气
<0.1kg 液/kg 气
故在设计负荷下不会发生过量雾沫夹带 ②提馏段雾沫夹带量v e 的验算 由式v e =
3.2
65.710T
f u H h α
σ-??
? ? ?-??
= 3.2
635.7100.78322.09100.4 2.50.07--??? ??-???
=0.0239kg 液/kg 气
<0.1kg 液/kg 气
故在设计负荷下不会发生过量雾沫夹带
（三）①精馏段漏液的验算
4.4ow u C =
=
4.4x =8.6 /m s 筛板的稳定性系数 01
5.16 1.76( 1.5)8.9
ow u k u =
==> 故在设计负荷下不会产生过量漏液
②提馏段漏液的验算
4.4ow u C =
4.41574.8/
5.14=? =8.6 /m s
筛板的稳定性系数 015.16 1.92( 1.5)7.89
ow u k u =
==> 故在设计负荷下不会产生过量漏液
（四）①精馏段液泛验算
为防止降液管液泛的发生，应使降液管中清液层高度
()d T w H H h ≤Φ+
由d p L d H h h h =++计算
d H
2
2
030.00230.1530.1530.910.0251.56100.00156S d w L h l h m
-????
== ? ??????
?=
d H =0.082+0.06+0.00098=0.143m
取Φ=0.5，则()T w H h Φ+=0.5（0.4+0.057）=0.229m 故d H ()T w H h ≤Φ+，在设计负荷下不会发生液泛
②提馏段液泛验算
为防止降液管液泛的发生，应使降液管中清液层高度
()d T w H H h ≤Φ+
由d p L d H h h h =++计算
d H
2
2
030.002770.1530.1530.910.03041.534100.00153S d w L h l h m
-????
== ? ??????
?=
=0.0903+0.07+0.00153=0.162m d H = 取Φ=0.5，则()=0.5(0.4+0.0554)=
0.227T w H h Φ+? 故d H ()T w H h ≤Φ+，在设计负荷下不会发生液泛 八．塔板负荷性能图
化工原理课程设计朱聪
化工原理课程设计 （2012级） 题目苯—甲苯连续精馏塔的设 计 学院医药化工学院 专业制药工程 班级12化学制药班 学号 学生姓名
指导教师许海丹 完成日期2014年月日 1 物料衡算 物料衡算即应用质量守恒定理，对物料质量的变化进行衡算。对于一般体系，物料衡算均可表示为： 物料的积聚率=（物料进入率）-（物料流出率）+（反应生成率）-（反应消耗率） 对于无化学反应过程时，表达式为： 物料的积聚率=（物料进入率）-（物料流出率）1.1 苯、甲苯分离工段
图1 苯、甲苯精馏分离流程模拟图1.2 精馏塔的物料衡算 表1 精馏塔物料衡算表 Stream No IN OUT FEED D W Phase LIQUID V APOR LIQUID Temperature ℃20 80.14054 110.6504 Pressure atm 1.000000 1.000000 1.006805 Vapor Frac 0.0 0.0 0.0 Component Mass Flow kg/hr Mass Frac Mass Flow kg/hr Mass Frac Mass Flow kg/hr Mass Frac C6H65686.98 0.69 5675.60604 0.9992817 12.66557 0.0049405 C7H82555.02 0.31 2.55502 0.0007183 2550.941 0.9950595 Total 8242 1 5678.393 1 2563.607 1 8242 8242 1.3 换热器的物料衡算 表2 换热器物料衡算表 Stream No IN OUT W WATER 4 6 Phase LIQUID LIQUID LIQUID LIQUID Temperature ℃110.6504 22.00000 40.00000 51.73891 Pressure atm 1.006805 1.000000 1.004778 0.9999087 Liquid Frac 1.000000 1.000000 1.000000 1.000000 Component Mass Flow kg/hr Mass Flow kg/hr Mass Flow kg/hr Mass Flow kg/hr C6H612.66557 0.0 12.66557 0.0 C7H82550.941 0.0 2550.941 0.0 H2O 0.0 3000.000 0.0 3000.000 Total 5563.607 5563.607
中南大学《化工原理》课程设计说明书 题目：煤油冷却器的设计 学院：化学化工学院 班级：化工0802 学号： 1505080802 姓名： ****** 指导教师：邱运仁 时间：2010年9月
目录 §一.任务书 (2) 1.1.题目 1.2.任务及操作条件 1.3.列管式换热器的选择与核算 §二.概述 (3) 2.1.换热器概述 2.2.固定管板式换热器 2.3.设计背景及设计要求 §三.热量设计 (5) 3.1.初选换热器的类型 3.2.管程安排（流动空间的选择）及流速确定 3.3.确定物性数据 3.4.计算总传热系数 3.5.计算传热面积 §四. 机械结构设计 (9) 4.1.管径和管内流速 4.2.管程数和传热管数 4.3.平均传热温差校正及壳程数 4.4.壳程内径及换热管选型汇总 4.4.折流板 4.6.接管 4.7.壁厚的确定、封头 4.8.管板 4.9.换热管 4.10.分程隔板 4.11拉杆 4.12.换热管与管板的连接 4.13.防冲板或导流筒的选择、鞍式支座的示意图(BI型) 4.14.膨胀节的设定讨论 §五.换热器核算 (21) 5.1.热量核算 5.2.压力降核算 §六.管束振动 (25) 6.1.换热器的振动 6.2.流体诱发换热器管束振动机理 6.3.换热器管束振动的计算 6.4.振动的防止与有效利用 §七. 设计结果表汇 (28) §八.参考文献 (29) §附：化工原理课程设计之心得体会 (30)
§一.化工原理课程设计任务书 1.1.题目 煤油冷却器的设计 1.2.任务及操作条件 1.2.1处理能力：40t/h 煤油 1.2.2.设备形式：列管式换热器 1.2.3.操作条件 (1).煤油：入口温度160℃，出口温度60℃ (2).冷却介质：循环水，入口温度17℃，出口温度30℃ (3).允许压强降：管程不大于0.1MPa,壳程不大于40KPa (4).煤油定性温度下的物性数据ρ=825kg/m3，黏度7.15×10-4Pa.s，比热容2.2kJ/(kg.℃)，导热系数0.14W/(m.℃) 1.3.列管式换热器的选择与核算 1.3.1.传热计算 1.3. 2.管、壳程流体阻力计算 1.3.3.管板厚度计算 1.3.4.膨胀节计算 1.3.5.管束振动 1.3.6.管壳式换热器零部件结构 §二.概述 2.1.换热器概述 换热器是化工、炼油工业中普遍应用的典型的工艺设备。在化工厂，换热器的费用约占总费用的10%～20%，在炼油厂约占总费用35%～40%。换热器在其他部门如动力、原子能、冶金、食品、交通、环保、家电等也有着广泛的应用。因此，设计和选择得到使用、高效的换热器对降低设备的造价和操作费用具有十分重要的作用。 在不同温度的流体间传递热能的装置称为热交换器，即简称换热器，是将热流体的部分热量传递给冷流体的设备。 换热器的类型按传热方式的不同可分为：混合式、蓄热式和间壁式。其中间壁式换热器应用最广泛，如表2-1所示。 表2-1 传热器的结构分类
《化工原理》课程设计报告精馏塔设计 学院 专业 班级 学号 姓名 指导教师
目录 苯-氯苯分离过程板式精馏塔设计任务 (3) 一．设计题目 (3) 二．操作条件 (3) 三．塔设备型式 (3) 四．工作日 (3) 五．厂址 (3) 六．设计内容 (3) 设计方案 (4) 一．工艺流程 (4) 二．操作压力 (4) 三．进料热状态 (4) 四．加热方式 (4) 精馏塔工艺计算书 (5) 一．全塔的物料衡算 (5) 二．理论塔板数的确定 (5) 三．实际塔板数的确定 (7) 四．精馏塔工艺条件及相关物性数据的计算 (8) 五．塔体工艺尺寸设计 (10) 六．塔板工艺尺寸设计 (12) 七．塔板流体力学检验 (14) 八．塔板负荷性能图 (17) 九．接管尺寸计算 (19) 十．附属设备计算 (21) 设计结果一览表 (24) 设计总结 (26) 参考文献 (26)
苯-氯苯精馏塔的工艺设计 苯-氯苯分离过程精馏塔设计任务 一．设计题目 设计一座苯-氯苯连续精馏塔，要求年产纯度为99.6%的氯苯140000t，塔顶馏出液中含氯苯不高于0.1%。原料液中含氯苯为22%（以上均为质量%）。 二．操作条件 1.塔顶压强自选； 2.进料热状况自选； 3.回流比自选； 4.塔底加热蒸汽压强自选； 5.单板压降不大于0.9kPa； 三．塔板类型 板式塔或填料塔。 四．工作日 每年300天，每天24小时连续运行。 五．厂址 厂址为天津地区。 六．设计内容 1.设计方案的确定及流程说明 2. 精馏塔的物料衡算； 3.塔板数的确定； 4.精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算； 5.精馏塔主要工艺尺寸；
化工原理课程设计 1前言1 1.1 固定管板式换热器 2 2列管式换热器的工艺设计2 2.1试算和初选换热器的规格3 2.1.1运算热负荷3 2.1.2运算两流体的平均温度差3 2.1.3初选换热器规格3 2.2核算压强降4 2.2.1管程压强降4 2.3核算总传热系数5 2.3.1管程对流传热系数αi 5 2.3.2壳程对流传热系数αo 5 2.3.3污垢热阻5 2.3.4总传热系数KO 5 列管式换热器设计 朱婉琴 （新疆工业高等专科学校乌鲁木齐830091） 摘要：此次课程设计是列管式换热器的设计。列管式换热器的设计和分析包括热力设计、流淌设计、结构设计以及强度设计，其中以热力设计最为重要。列管式的换热器的设计内容要紧包括按照换热任务和有关要求
确定设计方案，试算和初选换热器的规格；核算管程、壳程压强降；核算总传热系数。本组选择的换热器为 31640400----G 型换热器，运算结果为:K 的估量值为450，o K 的运算值是555，23.1450 555 ==估计K K o ，在1.15-1.25范畴内，所选换热器合适。 关键词：列管式换热器；设计；运算；结论 1前言 换热设备是一种实现物料之间热量传递的节能设备，是在化工、石油、轻工、食品、动力、制药、冶金等许多工业部门中广泛应用的一种工艺设备。在炼油、化工装置中，换热器占设备数量的40%左右，占总投资的30%-45%。随着环境爱护要求的提升，近年来，加氢装置的要求越来越多，如加氢裂化，煤油加氢，汽油、柴油加氢和润滑油加氢等，所需的高温、高压的换热设备的数量随之加大，在这些场合，换热设备通常占总投资的50%以上。换热设备也是回收余热、废热，专门是地位热能的有效装置。 列管式换热器是目前化工及酒精生产上应用最广的一种换热器。它要紧由壳体、管板、换热管、封头、折流挡板等组成。所需材质可分别采纳一般碳钢、紫铜或不锈刚制作。在进行换热时，一种流体由封头的连接管
《化工原理》课程设计 水吸收氨气过程填料塔的设计学院 专业制药工程 班级 姓名 学号 指导教师 2013 年 1 月 15 日 目录 设计任务书 (4)
参考文献 (15) 对本设计的评述及心得 (15)
附表：附表附表
设计任务书 (一)、设计题目：水吸收氨气过程填料吸收塔的设计 试设计一座填料吸收塔，用于脱除混于空气中的氨气。混合气体的处理量为7500 m3/h，其中含氨气为5％（体积分数），要求塔顶排放气体中含氨低于％（体积分数）。采用清水进行吸收，吸收剂的用量为最小用量的倍。 (二)、操作条件 （1）操作压力常压 （2）操作温度 20℃. (三)填料类型 选用聚丙烯阶梯环填料，填料规格自选。 (四)工作日 每年300天，每天24小时连续进行。 (五)厂址 厂址为衡阳地区 (六)设计内容 1.吸收塔的物料衡算； 2.吸收塔的工艺尺寸计算；
3.填料层压降的计算； 4.液体分布器简要设计 5.吸收塔接管尺寸计算； 6.绘制吸收塔设计条件图； 7.对设计过程的评述和有关问题的讨论。 (七)操作条件 20℃氨气在水中的溶解度系数为H＝（m3kPa）。 第一节前言 填料塔的有关介绍 填料塔洗涤吸收净化工艺不单应用在化工领域 ,在低浓度工业废气净化方面也能很好地发挥作用。工程实践表明 ,合理的系统工艺和塔体设计 ,是保证净化效果的前提。本文简述聚丙烯阶梯填料应用于水吸收氨过程的工艺设计以及工程问题。 填料塔是以塔内的填料作为气液两相间接触构件的传质设备，它是化工类企业中最常用的气液传质设备之一。 填料塔的主体结构如下图所示： 图1 填料塔结构图 填料塔不但结构简单，且流体通过填料层的压降较小，易于用耐腐蚀材料制造，所以它特别适用于处理量小、有腐蚀性的物料及要求压降小的场合。液体自塔顶经液体分布器喷洒于填料顶部，并在填料的表面呈膜状流下，气体从塔底的气体口送入，流过填料的空隙，在填料层中与液体逆流接触进行传质。因气液两相组成沿塔高连续变化，所
化工原理课程设计 设计题目：列管式换热器的设计 指导教师 专业班级 学生姓名 学 号 2009 年 1 月 5 日 目录 1．设计任务书及操作条件 2．前言 2.1 设计方案简介 2.2工艺流程草图及说明 3 工艺设计及计算 3.1、铺助设备计算及选型 3.2、设计结果一览表 4.设计的评述 5、主要符号说明
6、参考文献 7.主体设备条件图及生产工艺流程图（附后） 1．设计任务书及操作条件 （1）处理能力：1×104吨/年正己烷。 （2）设备型式：列管式换热器 （3）操作条件 1 正己烷（含水蒸汽20%）：入口温度1000C， 出口温度350C。 2 冷却介质：循环水，入口温度250C，出口温 度350C。
3 允许压降：不大于105Pa。 4 每年按330天计。 5 建厂地址广西 （三）设计要求 1.选择适宜的列管式换热器并进行核算。 2.要进行工艺计算 3.要进行主体设备的设计（主要设备尺寸、衡算结果等） 4.编写任务设计书 5.进行设备结构图的绘制（用420*594图纸绘制装置图一张） 2．前言
2.1 设计方案简介 固定管板式换热器 换热管束固定在两块管板上，管板又分别焊在外壳的两端，管子、管板和壳体都是刚性连接。当管壁与壳壁的壁温相差大于50℃时，为减小或消除温差产生的热效应力，必须设有温差补偿装置，如膨胀节。 固定管板式换热器结构比较简单，制造简单，制造成本低，管程可用多种结构，规格范围广，在生产中广泛应用。因壳侧不易清洗，故不适宜较脏或有腐蚀性的物流的换热，适用于壳壁与管壁温差小于70℃、壳程压力不高、壳程结垢不严重、并可用化学方法清洗的场合。 本设计任务为正己烷冷却器的设计，两流体在传热过程中无相的变化，且冷、热流体间的温差不是太大或温差较大但壳程压力不高的场合。当换热器传热面积较大，所需管子数目较多时，为提高管流速，常将换热管平均分为若干组，使流体在管内依次往返多次，即为多管程，从而增大了管内对流传热系数。固定管板式换热器的优点是结构简单、紧凑。在相同的壳体直径内，排管数最多，旁路最少；每根换热管都可以进行更换，且管内清洗方便。 2.2工艺流程草图及说明 工艺流程草图附后 流程图说明： 正己烷和循环冷却水经泵以一定的流速（由泵来调控）输入换热器中经换热器进行顺流换热。正己烷由100℃降到35℃，循环冷水由25℃升到35℃，且35℃的冷水回到水槽后，由于冷水的量多，回槽的水少，且流经管路时也有被冷凝，因此不会引起槽中水温太大的变化从而使水温保持25℃左右。 3 工艺设计及计算 (1) 确定设计方案 1. 选择换热器的类型 两流体温度变化情况：热流体进口温度100℃，出口温度35℃；冷
化工原理课程设计说明书的内容及文本格式标准 1、课程设计说明书要求用A4纸排版，单面打印，并装订成册，其内容包括： （1）封面（按学校统一排版标准），姓名部分手签； （2）设计任务书（整体采用宋体小四号字体）； （3）目录（单独编写，不与正文编号连在一起，一般采用罗马数字表示页码）； （4）中文摘要（另起一页）； （5）正文；（绪论、设计方案的选择和论证，工艺设计的计算，工艺流程示意图，电算程序结果及及章节的符号说明等内容） （6）结论（设计结果总汇一般以表格的形式）； （7）结束语或致谢； （8）参考文献 （9）主要符号说明（以表格的形式给出）； （10）附录（计算机程序、附图等）。 2、课程设计说明书正文参考字数：不得小于2000×周数。 3、设计任务书格式（参看化工原理课程设计指导书）。 4、目录格式： （1）标题“目录”（三号、黑体、居中）； （2）章标题（四号、黑体、居左）； （3）节标题（小四、宋体、居左） （4）页码（小四号、宋体、居右）整个页眉居中印有吉林化工学院化工原理课程设计的字样（楷体五号字）上边距2.3cm。 5、正文格式 （1）页边距：上2.54cm，下2.54cm，左2.09cm，右1.59cm，页眉1.5cm，页脚1.75cm，装订线位置左； （2）字体：正文全部用宋体、小四号字； （3）行距：固定值18； （4）页码：底部居中，五号字，宋体；页眉：上部居中，小五号字，楷体； （5）数据表格全部采用五号字，宋体； （6）公式全部用公式编辑器来编辑（12磅字宋体）。 6、参考文献格式： （1）标题：“参考文献”小四，黑体，居中 （2）示例：（五号，宋体） 图书类：（序号）作者1，作者2……作者n，书名，出版地点，出版社，出版年，页次。 期刊类：（序号）作者1，作者2……作者n，文章名，期刊名（版本），出版年，卷次
目录 1前言 (2) 1.1 固定管板式换热器 (2) 2列管式换热器的工艺设计 (3) 2.1试算和初选换热器的规格 (3) 2.1.1计算热负荷 (3) 2.1.2计算两流体的平均温度差 (3) 2.1.3初选换热器规格 (4) 2.2核算压强降 (4) 2.2.1管程压强降 (4) 2.3核算总传热系数 (6) 2.3.1管程对流传热系数αi (6) 2.3.2壳程对流传热系数αo (6) 2.3.3污垢热阻 (7) 2.3.4总传热系数 K O (7)
列管式换热器设计 朱 婉 琴 （新疆工业高等专科学校 乌鲁木齐 830091） 摘要：本次课程设计是列管式换热器的设计。列管式换热器的设计和分析包括热力设计、流动设计、结构设计以及强度设计，其中以热力设计最为重要。列管式的换热器的设计内容主要包括根据换热任务和有关要求确定设计方案，试算和初选换热器的规格；核算管程、壳程压强降；核算总传热系数。本组选择的换热器为 31640400----G 型换热器，计算结果为:K 的估计值为450，o K 的计算值是555， 23.1450 555 ==估计K K o ，在1.15-1.25范围内，所选换热器合适。 关键词：列管式换热器；设计；计算；结论
1前言 换热设备是一种实现物料之间热量传递的节能设备，是在化工、石油、轻工、食品、动力、制药、冶金等许多工业部门中广泛应用的一种工艺设备。在炼油、化工装置中，换热器占设备数量的40%左右，占总投资的30%-45%。随着环境保护要求的提高，近年来，加氢装置的要求越来越多，如加氢裂化，煤油加氢，汽油、柴油加氢和润滑油加氢等，所需的高温、高压的换热设备的数量随之加大，在这些场合，换热设备通常占总投资的50%以上。换热设备也是回收余热、废热，特别是地位热能的有效装置。 列管式换热器是目前化工及酒精生产上应用最广的一种换热器。它主要由壳体、管板、换热管、封头、折流挡板等组成。所需材质可分别采用普通碳钢、紫铜或不锈刚制作。在进行换热时，一种流体由封头的连接管处进入，在管内流动，从封头另一端的出口管流出，这称为管程；另一种流体由壳体的接管进入，从壳体上的另一接管处流出，这称为壳程。 列管式换热器种类很多，目前广泛使用的按其温差补偿结构来分，主要有以下几种。 1.1 固定管板式换热器 这类换热器的结构比较简单、紧凑、造价便宜，但管外不能机械清洗。此类换热器管束连接在管板上，管板分别焊在外壳两边，并在其上连接有顶盖，顶盖和壳体装有流体进出口接管。通常在管外装置一系列垂直于管束的挡板。同时，管子和管板于外壳的连接都是刚性的，而管内、管外是两种不同温度的流体。因此，当管壁与壳壁温差较大时，由于两者的热膨胀不同，产生了很大的温差应力，以至管子扭弯或使管子从管板上松脱，甚至毁坏换热器。 为了克服温差应力，必须有温差补偿装置。一般在管壁与壳壁温度相差50℃以上时，为了安全起见，换热器应有温差补偿装置。但补偿装置（膨胀节）只能用在壳壁与管壁温差低于60-70℃和壳程流体压强不高的情况。一般壳程压强超过0.6Mpa时，由于补偿圈过厚，难以伸缩，失去温差补偿的作用，就应考虑其他结构。
板式连续精馏塔设计任务书 一、设计题目：分离苯一甲苯系统的板式精馏塔设计 试设计一座分离苯一甲苯系统的板式连续精馏塔，要求原料液的年处理量 为 50000 吨，原料液中苯的含量为 35 %，分离后苯的纯度达到 98 %, 塔底馏出液中苯含量不得高于1% （以上均为质量百分数） 二、操作条件 厂址拟定于天津地区。 设计内容 1. 设计方案的确定及流程说明 2. 塔的工艺条件及有关物性数据的计算 3. 精馏塔的物料衡算 4. 塔板数的确定 5. 塔体工艺尺寸的计算 6. 塔板主要工艺尺寸的设计计算 7. 塔板流体力学验算 8. 绘制塔板负荷性能图 9. 塔顶冷凝器的初算与选型 10. 设备主要连接管直径的确定 11. 全塔工艺设计计算结果总表 12. 绘制生产工艺流程图及主体设备简图 13. 对本设计的评述及相关问题的分析讨论 1. 塔顶压强： 2. 进料热状态： 3. 回流比： 加热蒸气压强: 单板压降： 4 kPa （表压）； 101.3 kPa （表压）; 塔板类型 浮阀塔板 四、 生产工作日 每年300天，每天 24小时运行。 五、 厂址
一、绪 论 二、设计方案的确定及工艺流程的说明 2.1 设计流程 2.2 设计要求 2.3 设计思路 2.4 设计方案的确定 三、全塔物料衡算 3.2 物料衡算 四、塔板数的确定 4.1 理论板数的求取 4.2 全塔效率实际板层数的求取 五、精馏与 提馏段物性数据及气液负荷的计算 5.1 进料板与塔顶、塔底平均摩尔质量的计算 5.4 液相液体表面张力的计算 目录 5.5 塔内各段操作条件和物性数据表 11 六、塔径及塔板结构工艺尺寸的计算 14 6.1塔径的计算 14 6.2塔板主要工艺尺寸计算 15 6.3 塔板布置及浮阀数目与排列 17 5.2 气相平均密度和气相负荷计算 10 5.3 液相平均密度和液相负荷计算 10 11
化工原理课程设计任务书 一、设计题目：年产2.5 万吨苯冷却器的工艺设计 二、设计条件 1. 生产能力 2.54 吨每年粗苯 10 2. 设备型式：列管换热器 3. 操作压力：常压 4. 苯的进出口温度：进口 80℃,出口35℃ 5. 换热器热损失为热流体热负荷的3.5% 6. 每年按330天计，每天24小时连续生产 7. 建厂地址：兰州地区 8. 要求管程和壳程的阻力都不大于104Pa, 9. 非标准系列列管式换热器的设计 三、设计步骤及要求 1. 确定设计方案 （1）选择列管换热器的类型 （2）选择冷却剂的类型和进出口温度 （3）查阅介质的物性数据 （4）选择冷热流体流动的空间及流速 （5）选择列管换热器换热管的规格 （6）换热管排列方式 （7）换热管和管板的连接方式 （8）选择列管换热器折流挡板的形式 （9）材质的选择 2. 初步估算换热器的传热面积A 3. 结构尺寸的计算 （1）确定管程数和换热管根数及管长 （2）平均温差的校核 （3）确定壳程数
（4）确定折流挡板，隔板规格和数量 （5）确定壳体和各管口的内径并圆整 5. 校核 （1）核算换热器的传热面积，要求设计裕度不小于10%,不大于20%. （2）核算管程和壳程的流体阻力损失 （3）管长和管径之比为6～10 如果不符合上述要求重新进行以上计算. 6. 附属结构如封头、管箱、分程隔板、缓冲板、拉杆和定距管、人孔或手孔、法兰、 补强圈等的选型 7. 将计算结果列表（见表1） 四、设计成果 1. 设计说明书（A4纸） （1）内容包括封面、任务书、目录、正文、参考文献、附录 （2）格式必须严格按照兰州交通大学毕业设计的格式打印。 2. 换热器工艺条件图（2号图纸）（手绘）
化工原理课程设计任务书示例一 1 设计题目分离苯―甲苯混合液的浮阀板式精馏塔工艺设计 2 设计参数 （1）设计规模：苯――甲苯混合液处理量________t/a （2）生产制度：年开工300天，每天三班8小时连续生产 （3）原料组成：苯含量为40％（质量百分率，下同） （4）进料状况：热状况参数q为_________ （5）分离要求：塔顶苯含量不低于_____%，塔底苯含量不大于_____％ （6）建厂地区：大气压为760mmHg、自来水年平均温度为20℃的某地 3 设计要求和工作量 （1）完成设计说明书一份 （2）完成主体精馏塔工艺条件图一张（A1） （3）完成带控制点的工艺流程简图（A2） 4 设计说明书主要内容（参考） 中文摘要，关键词 第一章综述 1．精馏原理及其在工业生产中的应用 2．精馏操作对塔设备的要求（生产能力、效率、流动阻力、操作弹性、结构、造价和工艺特性等） 3．常用板式塔类型及本设计的选型
4．本设计所选塔的特性 第二章工艺条件的确定和说明 1．确定操作压力 2．确定进料状态 3．确定加热剂和加热方式 4．确定冷却剂及其进出、口温度 第三章流程的确定和说明（附以流程简图） 1．流程的说明 2．设置各设备的原因（精馏设备、物料的储存和输送、必要的检测手段、操作中的调节和重要参数的控制、热能利用） 第四章精馏塔的设计计算 1．物料衡算 2．回流比的确定 3．板块数的确定 4．汽液负荷计算（将结果进行列表） 5．精馏塔工艺尺寸计算（塔高塔径溢流装置塔板布置及浮阀数目与排列） 6．塔板流动性能校核（液沫夹带量校核、塔板阻力校核、降液管液泛校核、液体在降液管中停留时间校核以及严重漏液校核） 7．塔板负荷性能图 8．主要工艺接管尺寸的计算和选取（进料管、回流管、釜液出口管、塔顶蒸汽管、塔底蒸汽管、人孔等） 9．塔顶冷凝器/冷却器的热负荷
华东理工化工原理课程设 计 Newly compiled on November 23, 2020
华东理工大学2010级化工原理课程设计 一．前言 1.换热器的相关说明 换热器（heat exchanger），是将热流体的部分热量传递给冷流体的设备，又称热交换器。是进行热交换操作的通用工艺设备。被广泛应用于化工、石油、动力、食品及其它许多工业部门的通用设备，在生产中占有重要地位。在化工生产中换热器可作为加热器、冷却器、冷凝器、蒸发器和再沸器等，应用更加广泛。 换热器种类很多，根据使用目的可分为冷却器、加热器、冷凝器和汽化器；根据结构材料可分为金属材料换热器和非金属材料换热器；尤其是根据冷、热流体热量交换的原理和方式基本上可分三大类即：间壁式、混合式和蓄热式。在三类换热器中，间壁式换热器应用最多。据统计,这类换热器占总用量的99 %。间壁式换热器又可分为管壳式和板壳式换热器两类,其中管壳式换热器以其高度的可靠性和广泛的适应性,在长期的操作过程中积累了丰富的经验,其设计资料比较齐全,在许多国家都有了系列化标准。 近年来尽管管壳式换热器也受到了新型换热器的挑战,但由于管壳式热交换器具有结构简单、牢固、操作弹性大、应用材料广等优点,管壳式换热器目前仍是化工、石油和石化行业中使用的主要类型换热器,尤其在高温、高压和大型换热设备中仍占有绝对优势。如何确定最佳的换热器,是换热器优化的问题。 2．泵的评价与选用
泵的性能参数主要有流量和扬程，此外还有轴功率、转速和必需汽蚀余量。流量是指单位时间内通过泵出口输出的液体量，一般采用体积流量；扬程是单位重量输送液体从泵入口至出口的能量增量，对于容积式泵，能量增量主要体现在压力能增加上，所以通常以压力增量代替扬程来表示。 3.设计任务书的作用 本设计书对指定有机物进行冷却，如何选择合适的换热器，如何合理安排操作管路以及如何选择合适的离心泵作出详细的计算说明。 二．设计任务 一．工艺要求 要求将温度为78℃的某液态有机物冷却至60℃，此有机物的流量为s。现拟用温度为t1=20℃的冷水进行冷却。要求换热器管壳两侧的压降皆不应超过。已知有机物在69℃时的物性数据如下： 二．流程： 管路布置如图（右方参考图）， 已知泵进口段管长L进=5米，泵出 口段管长L出=15米，（均不考虑 局部阻力损失） 三．要求 1.选用一个合适的换热器
中南大学 化工原理课程设计 2010年01月22日 <
目录 一、设计题目及原始数据（任务书） (3) 二、设计要求 (3) 三、列环式换热器形式及特点的简述 (3) 四、论述列管式换热器形式的选择及流体流动空间的选择 (8) 五、换热过程中的有关计算（热负荷、壳层数、总传热系数、传热 面积、压强降等等） (10) ①@ 14 ②物性数据的确定……………………………………………… ③总传热系数的计算 (14) ④传热面积的计算 (16) ⑤工艺结构尺寸的计算 (16) ⑥换热器的核算 (18) 六、设计结果概要表（主要设备尺寸、衡算结果等等） (22) 七、主体设备计算及其说明 (22) 八、主体设备装置图的绘制 (33) 九、? 33十、课程设计的收获及感想………………………………………… 十一、附表及设计过程中主要符号说明 (37) 十二、参考文献 (40)
一、设计题目及原始数据（任务书） 1、生产能力：17×104吨/年煤油 # 2、设备形式：列管式换热器 3、设计条件： 煤油：入口温度140o C，出口温度40 o C 冷却介质：自来水，入口温度30o C，出口温度40 o C 允许压强降：不大于105Pa 每年按330天计，每天24小时连续运行 二、设计要求 1、选择适宜的列管式换热器并进行核算 【 2、要进行工艺计算 3、要进行主体设备的设计（主要设备尺寸、横算结果等） 4、编写设计任务书 5、进行设备结构图的绘制（用420*594图纸绘制装置图一张：一主视图，一俯视图。一剖面图，两个局部放大图。设备技术要求、主要参数、接管表、部件明细表、标题栏。） 三、列环式换热器形式及特点的简述 换热器概述
化工原理课程设计 ──板式塔的工艺设计 学院 专业班级 姓名 学号 指导老师 成绩 学年第二学期
目录 1.任务书 ····························································· - 3 - 2.任务要求 ····································错误！未定义书签。 3.设计过程 ·························································· - 3 - 3.1塔板工艺尺寸计算········································ - 4 - 3.2塔板流体力学验算········································ - 8 - 3.3塔板负荷性能图··········································- 10 - 3.4数据汇总···················································- 14 - 3.5心得体会与总结··········································- 15 -
1.任务书 拟建一浮阀塔用以分离甲醇——水混合物，决定采用F1型浮阀（重阀），试根据以下条件做出浮阀塔的设计计算。 已知条件： 2.任务要求： 1．进行塔的工艺计算和验算 2．绘制负荷性能图 3．绘制塔板的结构图 4．将结果列成汇总表 5．分析并讨论
3.设计过程 3.1塔板工艺尺寸计算 （1）塔径：欲求塔径，先求出空塔气速u,而 u =安全系数?m ax u ； 最大允许速度m ax u 计算公式为：m ax u =V V L C ρρρ- 式中C 可由史密斯关联图查出，横坐标的数值为： h h V L 5.0??? ? ??V L ρρ=0.09681.018191.8820.00640.5 =???? ??; 取板间距;45.0m H T =取板上液层高度m h L 06.0=； 那么，图中的参数值为：m h H L T 39.006.045.0=-=-； 根据以上的数值，查史密斯关联图可得0.078m/s C 20=; 因为物系的表面张力为m mN /38因此需要按照下式进行校正： 2 .02020??? ??=σC C 所以校正后得到C 为： 0.0887m/s 20380.0780.2 =? ?? ? ???=? ?? ? ??=2 .02020σC C ； 取安全系数为0.6，则空塔气速为： m ax u = 2.524m/s 1.01 1.01 8190.0887=-?=-V V L C ρρρ； 1.51m/s 2.5240.6u 0.6u max =?=?=； 塔径D 为： 1.26m 1.51 3.141.881 4πu 4V D S =??== ； 按照标准塔径圆整为m D 4.1=；则 塔截面积为：
青岛科技大学 化工课程设计 设计题目：乙醇-正丙醇溶液连续板式精馏塔的设计指导教师： 学生姓名： 化工学院—化学工程与工艺专业135班 日期:
目录一设计任务书 二塔板的工艺设计 （一）设计方案的确定 （二）精馏塔设计模拟 （三）塔板工艺尺寸计算 1）塔径 2）溢流装置 3)塔板分布、浮阀数目与排列 （四）塔板的流体力学计算 1）气相通过浮阀塔板的压强降2）淹塔 3)雾沫夹带 （五）塔板负荷性能图 1）雾沫夹带线 2）液泛线 3）液相负荷上限 4）漏液线 5）液相负荷上限 （六）塔工艺数据汇总表格 三塔的附属设备的设计 （一）换热器的选择 1)预热器 2)再沸器的换热器 3)冷凝器的换热器 （二）泵的选择 四塔的内部工艺结构 （一）塔顶 （二）进口 ①塔顶回流进口 ②中段回流进口 （三）人孔 （四）塔底 ①塔底空间 ②塔底出口 五带控制点工艺流程图 六主体设备图 七附件 （一）带控制点工艺流程图 （二）主体设备图 八符号表 九讨论 十主要参考资料
一设计任务书 【设计任务】设计一板式精馏塔，用以完成乙醇-正丙醇溶液的分离任务 【设计依据】如表一 表一 【设计内容】 1）塔板的选择； 2）流程的选择与叙述； 3）精馏塔塔高、塔径与塔构件设计； 4）预热器、再沸器热负荷及加热蒸汽消耗量，冷凝器热负荷及冷却水用量，泵的选择； 5）带控制点工艺流程图及主体设备图。 二塔板的工艺设计 （一）设计方案的确定 本设计的任务是分离乙醇—正丙醇混合液，对于二元混合物的分离，应采用连续精馏流程，运用Aspen软件做出乙醇—正丙醇的T-x-y 相图，如图一：
图一：乙醇—正丙醇的T-x-y相图 由图一可得乙醇—正丙醇的质量分数比为0.5:0.5时，其泡点温度是84.40o C （二）精馏塔设计模拟 1.初步模拟过程 运用Aspen软件精馏塔Columns模块中DSTWU模型进行初步模拟，并不断进行调试，模拟过程及结果如下：
湖南师范大学 《化工原理》课程设计说明书 设计题目年产量112000吨NaOH水溶液蒸发装置的设计学生姓名周鹏 指导老师罗大志 学院树达学院 学号 200721180135 专业班级 07制药工程1班 完成时间2009年10月
《化工原理》课程设计成绩评定栏 评定基元评审要素评审内涵 满 分指导教师 实评分 评阅教师 实评分 设计说明书，40% 格式规范 设计说明书是否符 合规定的格式要求 5 内容完整 设计说明书是否包 含所有规定的内容 5 设计方案 方案是否合理及符 合选定题目的要求 10 工艺计算 过程 工艺计算过程是否 正确、完整和规范 20 设计图纸， 40% 图纸规范图纸是否符合规范 5 标注清晰标注是否清晰明了 5 与设计吻合 图纸是否与设计计 算的结果完全一致 10 图纸质量 设计图纸的整体质 量的全面评价 20 平时成绩， 10% 上课出勤上课出勤考核 5 制图出勤制图出勤考核 5 答辩成绩， 10% 内容表述答辩表述是否清楚 5 回答问题回答问题是否正确 5 100 综合成绩成绩等级
指导教师评阅教师答辩小组负责人 (签名) (签名) (签名) 年月日年月日年月日 说明: 评定成绩分为优秀(90-100)，良好(80-89)，中等(70-79)，及格（60-69）和不及格(<60) 目录 1前言 (1) 2设计任务 (2) 2.1设计任务 (2) 2.2操作条件 (2) 3设计条件及设计方案说明 (3) 4物性数据及相关计算 (3) 4.1估计各效蒸发量和完成液浓度 (3) 4.2估计各效蒸发溶液的沸点和有效总温度差 (4) 4.3加热蒸汽消耗量和各效蒸发水量的初步计算 (7) 4.4蒸发器传热面积的估算 (8) 4.5有效温度的再分配 (8) 4.6重复上述计算步骤 (9) 4.7计算结果列表 (12) 5主体设备计算和说明 (12) 5.1加热管的选择和管数的初步估计 (13) 5.2循环管的选择 (13) 5.3加热管的直径以及加热管数目的确定 (13)
专业：化学工程与工艺 班级：黔化升061 姓名：唐尚奎 指导教师：王瑾老师 设计时间: 2007年1月 前言 在化学工业和石油工业中广泛应用的诸如吸收、解吸、精馏、萃取等单元操作中，气液传质设备必不可少。塔设备就是使气液成两相通过精密接触达到相际传质和传热目的的气液传质设备之一。 塔设备一般分为级间接触式和连续接触式两大类。前者的代表是板式塔，后者的代表则为填料塔，在各种塔型中，当前应用最广泛的是筛板塔与浮阀塔。 筛板塔在十九世纪初已应用与工业装置上，但由于对筛板的流体力学研究很少，被认为操作不易掌握，没有被广泛采用。五十年代来，由于工业生产实践，对筛板塔作了较充分的研究并且经过了大量的工业生产实践，形成了较完善的设计方法。筛板塔和泡罩塔相比较具有下列特点：生产能力大于10.5%，板效率提高产量15%左右；而压降可降低30%左右；另外筛板塔结构简单，消耗金属少，塔板的造价可减少40%左右；安装容易，也便于清理检修。本次设计就是针对水乙醇体系，而进行的常压二元筛板精馏塔的设计及其辅助设备的选型。由于此次设计时间紧张，本人水平有限，难免有遗漏谬误之处，恳切希望各位老师指出，以便订正。 目录 一、设计任务 二、方案选定 三、总体设计计算-------------------------------05 3.1气液平衡数据------------------------------ 05 3.2物料衡算------------------------------------- 05 3.3操作线及塔板计算------------------------- 06 3.4全塔Et%和Np的计算----------------------06 四、混合参数计算--------------------------------07 4.1混合参数计算--------------------------------07 4.2塔径计算--------------------------------------08 4.3塔板详细计算-------------------------------10 4.4校核-------------------------------------------12 4.5负荷性能图----------------------------------14 五、筛板塔数据汇总-----------------------------16 5.1全塔数据-------------------------------------16 5.2精馏段和提馏段的数据-------------------17 六、讨论与优化-----------------------------------18 6.1讨论-------------------------------------------18 6.2优化--------------------------------------------18
《化工原理课程设计任务书》（1） 一、设计题目： 设计一台换热器 二、操作条件： 1.苯：入口温度80℃，出口温度40℃。 2.冷却介质：循环水，入口温度35℃。 3.允许压强降：不大于50kPa。 4.每年按300天计，每天24小时连续运行。 三、设备型式： 管壳式换热器 四、处理能力： 1. 99000吨/年苯 五、设计要求： 1.选定管壳式换热器的种类和工艺流程。 2.管壳式换热器的工艺计算和主要工艺尺寸的设计。 3.设计结果概要或设计结果一览表。 4.设备简图。（要求按比例画出主要结构及尺寸） 5.对本设计的评述及有关问题的讨论。 一、选定管壳式换热器的种类和工艺流程 1.选定管壳式换热器的种类 管壳式换热器是目前化工生产中应用最广泛的传热设备。与其他种类的换热器相比，其主要优点是：单位体积具有的传热面积较大以及传热效果较好；此外，结构简单，制造的材料范围较广，操作弹性也较大等。因此在高压高温和大型装置上多采用管壳式换热器。 管壳式换热器中，由于两流体的温度不同，管束和壳体的温度也不相同，因此他们的热膨胀程度也有差别。若两流体的温度差较大（50℃以上）时，就可能由于热应力而引起设备变形，甚至弯曲或破裂，因此必须考虑这种热膨胀的影响。根据热补偿方法的不同，管壳式换热器有下面几种形式。
（1）固定管板式换热器 这类换热器的结构比较简单、紧凑、造价便宜，但管外不能机械清洗。此种换热器管束连接在管板上，管板分别焊在外壳两端，并在其上连接有顶盖，顶盖和壳体装有流体进出口接管。通常在管外装置一些列垂直于管束的挡板。同时管子和管板与外壳的连接都是刚性的，而管内管外是两种不同温度的流体。因此，当管壁与壳壁温差较大时，由于两者的热膨胀不同，产生了很大的温差应力，以致管子扭弯或是管子从管板上松脱，甚至毁坏换热器。 为了克服温差应力必须有温差补偿装置，一般在管壁与壳壁温度相差50℃以上时，为安全起见，换热器应有温差补偿装置。但补偿装置（膨胀节）只能用在壳壁与管壁温差低于60-70℃和壳程流体压强不高的情况下。一般壳程压强超过0.6MPa时，补偿圈过厚，难以伸缩，失去温差补偿作用，就要考虑其他结构。其结果如下图所示： （2）浮头式换热器 换热器的一块管板用法兰与外壳相连接，另一块管板不与外壳连接，以使管子受热或冷却时可以自由伸缩，但在这块管板上连接一个顶盖，称之为“浮头”,所以这种换热器称为浮头式换热器。其优点是：管束可以拉出，以便清洗；管束的膨胀不受壳体约束，因此当两种换热器介质的温差大时，不会因管束与壳体的热膨胀量的不同而产生温差应力。其缺点是结构复杂，造价高。其结构如下： （3） U型管换热器 这类换热器只有一个管板，管程至少为两程，管束可以抽出清洗，管子可以自由膨胀。其缺点是管子内壁清洗困难，管子更换困难，管板上排列的管子少。其结构如下图所示： （4）填料函式换热器 这类换热器管束一端可以自由膨胀，结构比浮头式简单，造价也比浮头式低廉。但壳程内介质有外漏的可能，壳程中不应处理一易挥发、易燃易爆和有毒的介质。其结构如下： 由设计书的要求进行分析: 一般来说，设计时冷却水两端温度差可取为5℃~10℃。缺水地区选用较大的温度差，水资源丰富地区选用较小的温度差。青海是“中华水塔”，水资源 相对丰富，故选择冷却水较小的温度差6℃，即冷却水的出口温度为31℃。T m -t m =80+4025+31 -=32 22 ℃<50℃，且允许压强降不大于50kPa，可选择固定管板式换 热器。 2.工艺流程图 主要说明：由于循环冷却水较易结垢，为便于水垢清洗，所以选定循环水走管程，苯走壳程。如图所示，苯经泵抽上来，经加水器加热后，再经管道从接管C进入换热器壳程；冷却水则由泵抽上来经管道从接管A进入换热器管程。两物质在换热器中进行换热，苯从80℃被冷却至40℃之后，由接管D流出；循环冷却水则从25℃变为31℃，由接管B流出。 二、管壳式换热器的工艺计算和主要工艺尺寸的设计 1.估算传热面积，初选换热器型号 （1）基本物理性质数据的查取